畢業(yè)設計----分離苯-甲苯精餾系統(tǒng)設計

1、<p><b>　　1. 任務書</b></p><p><b>　　1.1 設計題目</b></p><p>　　分離苯—甲苯精餾系統(tǒng)設計</p><p><b>　　—精餾塔設計</b></p><p>　　1.2 設計任務 </p><p&

2、gt;　　1 處理能力：5000kg/h；</p><p>　　2 進料組成：苯含量35%（質量，下同），溫度為25；</p><p>　　3 工藝要求：塔頂苯含量95%，塔底苯含量2.5%；</p><p>　　4 操作條件：常壓；</p><p>　　5 設備型式：浮閥塔</p><p><b>　　1.

3、3 設計內容</b></p><p>　　1 設計方案的確定和流程說明</p><p>　　2 精餾塔的工藝設計</p><p>　　3 精餾塔的結構設計</p><p>　　4 精餾塔的強度設計</p><p>　　5 其他主要設備的選型</p><p><b>　　1.

4、4 設計要求</b></p><p>　　1 設計說明書一份；</p><p><b>　　2 設計圖紙：</b></p><p>　　工藝流程圖一張(采用AutoCAD繪制)；</p><p>　　主要設備總裝配圖一張(A1)；</p><p><b>　　3 答辯。<

5、;/b></p><p>　　1.5 設計完成時間</p><p>　　2007.9.3~2007.9.28</p><p><b>　　2. 工藝設計</b></p><p>　　2.1 設計方案的論述</p><p>　　本設計任務為分離苯-甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精

6、餾流程。由于冷液進料加大提餾段的回流液流量，從而增大其負荷，所以設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內，塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離體系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.9倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)產(chǎn)品冷卻后送至儲罐。</p><p>　　2.2 精餾塔的物料衡算</p>

7、<p>　　確定精餾塔的原料液、塔頂及塔底的摩爾流量。</p><p>　　苯的摩爾質量： MA=78.11kg/kmol</p><p>　　甲苯的摩爾質量：MB=92.13kg/kmol</p><p>　　原料苯組成：（摩爾分數(shù)，下同）</p><p><b>　　塔頂組成： </b></p&g

8、t;<p><b>　　塔底組成： </b></p><p>　　原料液平均摩爾質量：</p><p>　　進料量：F=5000/MF=5000/86.6846=57.6804kmol/h=0.016kmol/s</p><p>　　物料衡算式為：F=D+W </p><p><b>　　F=D

9、+W</b></p><p>　　聯(lián)立代入求解：D=22.3163kmol/h=0.0062kmol/s</p><p>　　W=35.3641kmol/h=0.0098kmol/s</p><p>　　F：原料液流量(kmol/s) D：塔頂產(chǎn)品流量(kmol/s) </p><p>　　W：塔底殘液流量(kmol/

10、s)</p><p>　　2.3 常壓下苯-甲苯氣液平衡組成（摩爾）與溫度關系</p><p>　　表1常壓下苯-甲苯氣液平衡組成（摩爾）與溫度關系[1]</p><p>　　利用表中數(shù)據(jù)由拉格朗日插值法求得下列溫度</p><p>　?、?：， =95.50</p><p>　?、?：，

11、 =81.05</p><p>　?、?：， =109.10</p><p>　　④ 精餾段平均溫度：</p><p>　?、?提餾段平均溫度： </p><p>　　⑥ 氣體溫度：： ，=82.3；</p><p>　?。?， =110.0</p><p><b&g

12、t;　　2.3.1 密度</b></p><p>　　表2 液態(tài)芳烴的密度（kg/m3）[2]</p><p>　　已知：混合液密度： [3]</p><p><b>　　混合氣密度：</b></p><p>　　其中a為質量分率，為平均相對分子質量。</p><p><b&g

13、t;　　(1) 精餾段：</b></p><p><b>　　求，</b></p><p>　　， =805.7kg/m3</p><p>　　， =801.8kg/m3</p><p><b>　　求平均組成</b></p><p>　　，

14、x1=0.638</p><p>　　， y1=0.816</p><p><b>　　求平均摩爾質量</b></p><p>　　=78.11×0.638＋92.13×(1－0.638)=83.2 kg/kmol</p><p>　　=78.11×0.816＋92.13×

15、;(1-0.816)=80.7 kg/kmol</p><p><b>　　求 </b></p><p><b>　?、萸?</b></p><p><b>　　， kg/m3</b></p><p><b>　　=2.7kg/m3</b></

16、p><p>　　(2) 提餾段：＝102.3</p><p><b>　　求，</b></p><p><b>　　， kg/m3</b></p><p><b>　　， kg/m3</b></p><p><b>　　求平均組成</

17、b></p><p>　　， x2=0.197</p><p>　　， y2=0.366</p><p><b>　　求平均摩爾質量</b></p><p>　　=78.11×0.197＋92.14×(1-0.197)=89.4 kg/kmol</p><

18、;p>　　=78.11×0.366＋92.14×(1-0.366)=87.0 kg/kmol</p><p><b>　　求</b></p><p><b>　　求,</b></p><p>　　， kg/m3</p><p><b>　　kg/m3&l

19、t;/b></p><p>　　2.3.2 混合液體表面張力[1]</p><p>　　計算非水溶液混合物表面張力用Maclead-Sugden法。</p><p><b>　　公式：</b></p><p>　　式中：——混合物的表面張力；——I組份的等張比容；，——液相，氣相的摩爾分率；，——混合物液相，氣相的

20、密度，mol/cm3。</p><p><b>　　計算等張比容：</b></p><p>　　[P苯]＝C6H5-+H=189.6+15.5=205.1</p><p>　　[P甲苯]＝C6H5-+CH3-=189.6+55.5=245.1</p><p>　　低壓時蒸氣密度和濃度一項可以略去不計，即氣相表面張力略去不

21、計，則：</p><p>　　(1) 精餾段：＝205.1×</p><p><b>　　+=2.1222</b></p><p><b>　　dyn/cm</b></p><p>　　(2) 提餾段：＝205.1×</p><p>　?。?45.1

22、15; =2.0917</p><p><b>　　dyn/cm</b></p><p>　　2.3.3 混合物的粘度</p><p>　　表3 液態(tài)芳烴的粘度 (mPa·s)[2]</p><p>　　(1) 精餾段：＝88.3</p><p>　　， ＝0.286mPa

23、83;s</p><p>　　， =0.291mPa·s =0.286×0.638+0.291×(1-0.638)=0.288mPa·s</p><p>　　(2) 提餾段：＝102.3</p><p>　　， ＝0.250mPa·s</p><p>　　， =0

24、.260mPa·s</p><p>　?。?.250×0.197＋0.260×(1－0.197)=0.258mPa·s</p><p>　　2.4 理論塔板數(shù)的計算</p><p>　　圖1 精餾塔理論塔板數(shù)圖解</p><p>　　2.4.1 q線方程</p><p>　　選

25、擇泡點進料方式，所以q=1；q線方程為：x=0.3884</p><p><b>　　2.4.2 回流比</b></p><p>　　由圖1：平衡線和q線交點</p><p>　　=0.3884； =0.6084</p><p>　　取R=1.9Rmin=1.9×1.58=3.0</p><

26、p>　　2.4.3 操作線方程</p><p><b>　　精餾段操作線方程：</b></p><p><b>　　提餾段操作線方程：</b></p><p>　　=RD=3.0×22. 3163=66.9489kmol/h </p><p><b>　　q=1&l

27、t;/b></p><p>　　=1.396-0.016</p><p>　　由圖：共需理論塔板數(shù)為12塊，其中進料板為第6塊。</p><p>　　2.5 實際塔板數(shù)的確定[3]</p><p>　　由奧康奈爾公式可以算得全塔效率</p><p>　　其中，——塔頂與塔底平均溫度下的相對揮發(fā)度； ——塔頂與塔底

28、平均溫度下的液相粘度，mPa·s。</p><p>　　(1) 精餾段：＝88.3</p><p><b>　　相對揮發(fā)度：</b></p><p><b>　　塊</b></p><p>　　(2) 提餾段：＝102.3</p><p><b>　　相對

29、揮發(fā)度：</b></p><p><b>　　塊</b></p><p>　　全塔所需實際塔板數(shù)為=10＋10＋1=21塊(包括再沸器)</p><p><b>　　全塔效率：</b></p><p>　　2.6 氣液相體積流量的計算</p><p>　　(1)

30、精餾段：L=66.9489kmol/h，=L+D=66.9489+22.3163=89.2652kmol/h</p><p>　　又知：ML1=83.2kg/kmol，MV1=80.7kg/kmol，</p><p>　　=804.1kg/m3，＝2.7 kg/m3</p><p><b>　　則質量流量： </b></p>&l

31、t;p><b>　　體積流量： </b></p><p>　　(2) 提餾段：q=1,則=66.9489+57.6804=124.6293kmol/h；</p><p>　　=89.2652kmol/h</p><p>　　又知： =89.38kg/kmol，=87.02kg/kmol，</p><p>　　=78

32、8.3kg/m3，＝2.8kg/m3 。</p><p><b>　　則質量流量：</b></p><p><b>　　體積流量： </b></p><p>　　2.7 塔的初步設計[1]</p><p>　　2.7.1 塔徑的初步設計</p><p><b>　　

33、(1) 精餾段</b></p><p>　　由u=(安全系數(shù))×,安全系數(shù)＝0.6～0.8，本設計中取0.7。＝,式中C可由史密斯關聯(lián)圖查出。參數(shù)反映液滴沉降空間高度對負荷因子的影響。設計中，板上液層高度由設計者選定，對常壓塔一般取為0.05~0.08m，對減壓塔一般取為0.025~0.03m。</p><p><b>　　表4 板間距的確定</b&g

34、t;</p><p>　　橫坐標數(shù)值,查史密斯關聯(lián)圖可得C20=0.084。</p><p>　　=0.7umax=1.015m/s =m</p><p>　　按標準塔徑圓整到1.0m</p><p>　　則塔的橫截面積AT=0.785，空塔氣速=</p><p><b>　　(2) 提餾段</

35、b></p><p>　　橫坐標數(shù)值，查史密斯關聯(lián)圖可得C20=0.079。</p><p><b>　　m/s</b></p><p>　　=0.7umax=0.921</p><p>　　按標準塔徑圓整到1.0m</p><p>　　則塔的橫截面積AT=0.785,空塔氣速</p&

36、gt;<p>　　2.7.2 溢流裝置</p><p>　　溢流堰（外堰），有維持塔板上的液層，使液體均勻的作用。除個別情況外（很小的塔或用非金屬制作的塔板）一般都設置弓形降液管，其堰長可取塔徑的0.6~0.8。為使上一層板流入的液體能在板上均勻分布，并減少進入處液體水平?jīng)_擊，常在液體的進入口處設置內堰，當降液管為圓形時，應有內堰，當采用弓形降液管時可不必設置內堰。</p><p

37、><b>　　精餾段：</b></p><p>　　溢流區(qū)流動形式采用單溢流。液體從受液盤流入單流塔盤，橫向流過整個塔盤，溢至降液管，其結構簡單，液體流程較長，有利于提高分離效率，是一種常用的形式。</p><p><b>　　① 堰長</b></p><p>　　?。?.62D＝0.62×1.0＝0.62

38、m</p><p>　?、?出口堰髙：塔徑大于800mm的大塔，常采用傾斜的降液管及凹形受液盤結構，但不宜用于易聚合及有懸浮固體的情況，此時宜用平堰結構。本設計采用平直堰，堰上液高度how按下式計算：</p><p>　　LA——液流量，m3/h</p><p>　　一般設計時不宜超過60~70mm，過大時宜改用雙流型或多流型布置。液量小時，應不小于6mm[液流強度

39、≈3]，以免造成板上液相分布不均勻，如果達不到時，可采用齒形堰。</p><p><b>　　近似取E=1</b></p><p><b>　　圓整</b></p><p>　?、?降液管的寬度和橫截面</p><p>　　降液管結構采用固定焊接式，形式是垂直式。</p><p&

40、gt;　　由查圖可得0.1077,0.0580</p><p>　　則=0.0579×0.785=0.04553，Wd=0.1077×D=0.1077m</p><p>　　由可得，故降液管可用。</p><p>　　④ 降液管底隙高度h0</p><p>　　取降液管底隙流速為u0=0.11m/s，則</p>

41、<p>　?、?受液盤 分為平受液盤、凹受液盤及液封盤。在塔或塔段最下面一塊塔盤的降液管末端應設液封盤，以保證降液管出口處的液封。本設計采用平受液盤。</p><p><b>　　(2) 提餾段</b></p><p><b>　?、?堰長</b></p><p>　　?。?.66D＝0.66×1

42、.0＝0.66m</p><p><b>　?、?出口堰髙：</b></p><p><b>　　?。?</b></p><p><b>　?。?lt;/b></p><p><b>　　圓整</b></p><p>　?、?降液管的寬度

43、和橫截面</p><p>　　由查圖可得0.1244，0.0716</p><p>　　則=0.0716AT=0.0716×0.785=0.0562</p><p>　　Wd=0.1244D=0.1244×1.0=0.1244m</p><p><b>　　，故降液管可用。</b></p>

44、<p>　?、?降液管底隙高度h0</p><p>　　取降液管 底隙流速為u0=0.18m/s，</p><p><b>　　則</b></p><p>　?、?受液盤 采用平受液盤。</p><p>　　2.7.3 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列</p><p><b>

45、;　　(1) 塔板分布</b></p><p>　　本設計塔徑D＝1.0m>0.8m，采用分塊式塔板，塔盤一般分為三塊，以便安裝、檢修、清洗和通過人孔裝拆塔板。塔盤板采用平板式，即在支承梁上配置塔盤板。</p><p>　　(2) 浮閥數(shù)目與排列</p><p>　　精餾段：取浮閥動能因子F0=11,則===6.694m/s</p>

46、<p>　　F1型浮閥的孔徑為39mm，故浮閥個數(shù)N為：</p><p><b>　　塊</b></p><p>　　取邊緣區(qū)寬度WC=0.05m，破沫區(qū)寬度WS=0.08m</p><p>　　計算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即</p><p>　　其中 </p><p>　　

47、在分塊式塔板中，為便于塔板分塊寬度的模數(shù)，浮閥排列采用等腰三角形叉排，取同一個橫排的孔心距t=75mm，則排間距 </p><p>　　考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用74mm，而應小些，故取。按t=75mm, 畫圖，得閥數(shù)92個。</p><p>　　圖2 精餾段閥孔分布圖</p><p>

48、　　按N＝92個重新核算孔速及閥孔功能因數(shù)</p><p><b>　　仍在9～12之間</b></p><p>　　塔板開孔率＝ 在4％～15％之間</p><p>　　浮閥選用F1型重閥，型號取F1Z-2B。</p><p>　　提餾段：取浮閥動能因子F0=11,則==</p>&l

49、t;p>　　F1型浮閥的孔徑為39mm，故浮閥個數(shù)N為：塊</p><p>　　取邊緣區(qū)寬度WC=0.05m，破沫區(qū)寬度WS=0.0633m</p><p>　　計算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即</p><p>　　其中 </p><p>　　浮閥排列采用等腰三角形叉排，取同一個橫排的孔心距t=75mm，

50、則排間距： </p><p>　　取，按t=75mm, 畫圖，得閥數(shù)92個。</p><p>　　圖3 提餾段閥孔分布圖</p><p>　　按N＝92個重新核算孔速及閥孔功能因數(shù)</p><p><b>　　仍在9～12之間</b></p><p>　　塔板開孔率＝ 在4％～1

51、5％之間</p><p>　　浮閥選用F1型重閥，型號取F1Z-2B。</p><p>　　2.8 塔板的流體力學計算[1]</p><p>　　2.8.1 氣相通過浮閥塔板的壓降</p><p>　　通過塔板上的氣相壓降可根據(jù)計算。</p><p><b>　　1．精餾段</b></p&g

52、t;<p>　　(1) 干板阻力 </p><p>　　(2) 板上充氣液層阻力</p><p><b>　　?。?.5， </b></p><p>　　(3) 液體表面張力所造成的阻力</p><p>　　此阻力很小，可忽略不計。</p><p><b>　　因此&

53、lt;/b></p><p><b>　　2．提餾段</b></p><p>　　(1) 干板阻力 </p><p>　　(2) 板上充氣液層阻力</p><p><b>　　?。?.5， </b></p><p>　　(3) 液面張力所造成的阻力</p&g

54、t;<p>　　此阻力很小，可忽略不計。</p><p><b>　　因此</b></p><p><b>　　2.8.2 淹塔</b></p><p>　　為了防止發(fā)生淹塔現(xiàn)象，要求控制降液管中清液高度，又有 ，由于浮閥塔板上液相流動阻力較小，液面梯度一般可忽略。</p><p>

55、<b>　　1．精餾段</b></p><p>　　(1) 單層氣體通過塔板壓降所相當?shù)囊褐叨?hp1=0.0737m</p><p>　　(2) 液體通過降液管的壓頭損失</p><p>　　(3) 板上液層高度 </p><p>　　則Hd1=0.0737+0.0642+1.851×10-3=0

56、.1398m</p><p>　　?。?.5，＝0.5×(0.45＋0.05)＝0.25m</p><p>　　可見，所以符合防止淹塔的要求。</p><p><b>　　2．提餾段</b></p><p>　　(1) 單層氣體通過塔板壓降所相當?shù)囊褐叨?hp2=0.0786m</p>&l

57、t;p>　　(2) 液體通過降液管的壓頭損失</p><p>　　(3) 板上液層高度 </p><p>　　則Hd2=0.0786+0.0619+0.001851=0.185m</p><p>　　?。?.5，＝0.5×(0.45＋0.04)＝0.245m</p><p>　　可見，所以符合防止淹塔的要求。</p

58、><p>　　2.8.3 霧沫夾帶</p><p>　　浮閥塔的霧沫夾帶量計算，國內外曾作過一些研究，但至今未有適用于一般工業(yè)裝置的確切關聯(lián)式，所以在設計中一般采用驗算泛點率F1的方法，以控制霧沫夾帶量在以下F1的值應處于如下范圍：對于一般的大塔，</p><p><b>　　1．精餾段</b></p><p><b&

59、gt;　　泛點率F1：，</b></p><p><b>　　其中， </b></p><p>　　ZL=D－2Wd=1.0－2×0.1077=0.7846m</p><p>　　=AT－2Af=0.785－2×0.04553=0.6939m2</p><p>　　查物性系數(shù)K＝1.0，泛

60、點負荷系數(shù)圖CF=0.124</p><p>　　對于大塔，為了避免過量霧沫夾帶，應控制泛點率不超過80％，由以上計算可知，霧沫夾帶能夠滿足要求。</p><p><b>　　2．提餾段</b></p><p>　　ZL=D－2Wd=1.0－2×0.1244=0.7512m</p><p>　　=AT－2Af=

61、0.785－2×0.0562=0.6726m2</p><p>　　查物性系數(shù)K＝1.0，泛點負荷系數(shù)圖CF=0.125</p><p>　　由以上計算可知，霧沫夾帶能夠滿足要求。</p><p>　　2.9 塔板負荷性能圖</p><p><b>　　1．霧沫夾帶線</b></p><p&

62、gt;　　據(jù)此可作出負荷性能圖中的霧沫夾帶線，按泛點率80％計算：</p><p><b>　　(1) 精餾段</b></p><p><b>　　， </b></p><p><b>　　(2) 提餾段</b></p><p><b>　　， </b>&

63、lt;/p><p>　　由上式知霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內任取五個LS值，算出VS</p><p>　　表5 霧沫夾帶線取點</p><p><b>　　2．液泛線</b></p><p>　?。剑接纱舜_定液泛線，忽略式中</p><p><b>　　而 </b><

64、;/p><p><b>　　(1) 精餾段</b></p><p><b>　　整理可得， </b></p><p><b>　　(2) 提餾段</b></p><p><b>　　整理可得， </b></p><p>　　在操作范圍內

65、，任取若干個LS值，算出相對應得VS值：</p><p><b>　　表6 液泛線取點</b></p><p><b>　　3．液相負荷上限</b></p><p>　　液體的最大流量應保證降液管中停留時間不低于3～5s，即液體降液管內停留時間=3～5s </p><p>　　以＝5s作為液體在降

66、液管內停留時間的下限，則</p><p><b>　　(1) 精餾段： </b></p><p><b>　　(2) 提餾段： </b></p><p><b>　　4. 漏液線</b></p><p>　　對于F1型重閥，依F0＝5作為規(guī)定氣體最小負荷的標準，則</p&

67、gt;<p><b>　　(1) 精餾段：</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　5. 液相負荷下限線</p><p>　　取堰上液層高度how=0.007作為液相負荷下限條件作出液相負荷下</p><p>　　限線，該線為與氣相流量無關的豎直線。&

68、lt;/p><p><b>　　(1) 精餾段：</b></p><p><b>　　(2) 提餾段：</b></p><p>　　由以上1～5作出塔板負荷性能圖：</p><p>　　由塔板負荷性能圖可看出：</p><p>　　(1) 在任務規(guī)定的氣液負荷下的操作點p(設計點

69、)處在適宜操作區(qū)內；</p><p>　　(2) 塔板的氣相負荷上限完全由物沫夾帶控制，操作下限由漏液控制；</p><p>　　(3) 按固定的液氣比，由圖可查出:</p><p>　　塔板的氣相負荷上限(VS1)max=1.131，(VS2)max=0.992。</p><p>　　氣相負荷下限(VS1)min＝0.334，(VS2)mi

70、n＝0.328。</p><p>　　所以 精餾段的操作彈性＝1.131/0.334=3.386；</p><p>　　提餾段的操作彈性＝0.992/0.328＝3.024。</p><p>　　2.10 工藝設計結果匯總表</p><p>　　表7 浮閥塔工藝設計計算結果</p><p>　　3. 輔助設備選型及

71、校核</p><p><b>　　3.1 接管</b></p><p>　　3.1.1 進料管[4]</p><p>　　進料管的類型有很多，常用的有直管進料管、彎管進料管。本設計中采用直管進料管。管徑計算如下： </p><p>　　料液由泵輸送，取＝1.6m/s</p><p>　　進料溫

72、度=95.50℃,由內插法計算：</p><p>　　， =797.6kg/m3</p><p>　　， =794.7kg/m3</p><p>　　由=0.3884得：</p><p>　　所以：， 則</p><p><b>　　查標準系列選取，&

73、lt;/b></p><p>　　3.1.2 回流管與塔頂蒸氣出料管</p><p><b>　　(1) 回流管</b></p><p>　　由本組設計回流系統(tǒng)的成員計算：</p><p>　　采用直管回流管，取=1.6m/s，</p><p><b>　　則</b>&

74、lt;/p><p><b>　　查標準系列選，</b></p><p>　　(2) 塔頂蒸氣出料管</p><p><b>　　，</b></p><p>　　直管出氣，取出口氣速u=20m/s，則</p><p><b>　　查標準系列選，</b><

75、/p><p>　　3.1.3 塔釜出料管與進氣管</p><p><b>　　(1) 塔釜出料管</b></p><p>　　由設計再沸器的成員計算得：，</p><p>　　選擇出料管，查標準系列選，</p><p><b>　　(2) 塔釜進氣管</b></p>

76、<p>　　采用直管，由設計再沸器的成員計算得：，</p><p><b>　　查標準系列選，</b></p><p>　　3.1.4 法蘭[5]</p><p>　　由于常壓操作，所有法蘭均采用標準管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應法蘭。</p><p><b>　　進料管接管法蘭：&l

77、t;/b></p><p>　　表8 進料管接管法蘭尺寸</p><p><b>　　回流管接管法蘭：</b></p><p>　　表9 回流管接管法蘭尺寸</p><p><b>　　塔頂蒸氣管法蘭：</b></p><p>　　表10 塔頂蒸氣管法蘭尺寸<

78、;/p><p><b>　　塔釜出料管法蘭：</b></p><p>　　表11 塔釜出料管法蘭尺寸</p><p>　　塔釜蒸氣進氣管法蘭：</p><p>　　表12 塔釜蒸氣進氣管法蘭尺寸</p><p>　　3.2 除沫器[11]</p><p>　　除沫裝置用于分

79、離塔頂出口氣體中夾帶的液滴，以保證傳質效率，減少有價值物料損失及改善下游設備的操作。常用除沫器有折流板式除沫器、絲網(wǎng)除沫器以及旋流除沫器。本設計采用絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大、重量輕、空隙大及使用方便等優(yōu)點，具有除沫效率高、壓力降小的特點，成為一種廣泛使用的除沫裝置。適用于潔凈的氣體。</p><p>　　選取不銹鋼除沫器：網(wǎng)塊固定在設備上，HR網(wǎng)型，HG/T21618。材料：不銹鋼絲網(wǎng)()。</p>

80、;<p><b>　　設計氣速：</b></p><p><b>　　除沫器直徑：</b></p><p>　　裝于塔頂?shù)囊话愠鳎攲铀P至絲網(wǎng)底面的距離為900mm。</p><p>　　3.3 裙座[3,11]</p><p>　　塔底常采用裙座支撐，裙座的結構性能好，連接處產(chǎn)

81、生的局部阻力小，所以它是塔設備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒型。裙座與塔體的連接采用對接形式。</p><p>　　裙座外徑=1012mm，裙座體(圈)厚度取16mm。</p><p><b>　　基礎環(huán)內徑：</b></p><p><b>　　基礎環(huán)外徑：</b></p><p>&

82、lt;b>　　圓整：，；</b></p><p>　　塔高，基礎環(huán)厚度(Z—地腳螺栓個數(shù)，M—地腳螺栓直徑)。基礎環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取為18mm；考慮到再沸器，裙座高度取3m，地角螺栓直徑取M30。</p><p>　　3.4 吊柱[4,11]</p><p>　　為方便室外較高的整體塔裝填，補充和更換填料，安裝和拆卸塔內件，塔頂需設置吊柱。一

83、般取15m以上的塔物設吊柱。本設計中塔高度大，因此設吊柱。塔徑為D=1000mm，選用吊柱250kg，懸臂長度s=600mm，高度L=3150mm,上下支座高度差H=900mm，，懸臂曲率半徑，墊板距離，吊鉤與封板距離，質量138kg。</p><p>　　3.5 人孔[3,5,11]</p><p>　　人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設置應便于進入任何一層塔板，由于設置人孔

84、處塔間距離大，且人孔設備過多會使制造時塔體的彎曲度難以達到要求，一般每隔10～20塊塔板才設一個人孔。人孔設置一般在氣液進出口等需經(jīng)常維修清理的部位，應設人孔。另外在塔頂和塔釜，也各設置一個人孔。本塔中共21塊板，塔體上設置3個人孔，每個孔直徑450mm，接管。在設置人孔處，板間距為600mm。另外裙座上應開兩個人孔，直徑為450mm，人孔伸入塔內部應與塔內壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓，人孔法蘭的密封面形與墊片用材，一般與塔的接管法蘭相同

85、。</p><p>　　人孔補強：直徑1000mm，壁厚6mm，設計壓力0.4MPa，設計溫度150℃，筒體材料16MnR，開有的人孔，選人孔短節(jié)材料為Q235-A，腐蝕</p><p><b>　　裕量。</b></p><p>　　(1) 所需最小補強面積A</p><p>　　=(480-2×6)+2&#

86、215;(2+0.6)=473.2mm</p><p>　　=6-0.6-2=3.4mm</p><p>　　Q235-A 150℃時的=113MPa </p><p>　　則A=473.2×1.773+2×3.4×1.773×(1-1)=839mm2</p><p><b>

87、　　(2) 多余截面</b></p><p>　?、?有效區(qū)范圍：B=2d=2×473.2=946.4mm </p><p><b>　　② 殼體多余截面：</b></p><p>　　=(946.4－473.2)(3.4－1.773) =769.9</p><p><b>　?、?接

88、管多余截面：</b></p><p>　　2×53.3×[3.4－]×1=258.6mm2</p><p>　?、?焊縫截面：只考慮補強圈內緣與接管組合焊縫中填角焊縫的填角高度取其最小值6mm，按等腰三角形計算 =2××6×6=36mm2</p><p>　　多余截面總和為：=769.9+258

89、.6+36=1064.5mm2>A</p><p><b>　　人孔無需補強。</b></p><p>　　3.6 預熱器的選擇[2,6]</p><p><b>　　(1) </b></p><p>　　在t＝=60.25時，由內插法可以算得：</p><p><

90、;b>　　， </b></p><p><b>　　， </b></p><p><b>　　(2) 蒸氣溫度</b></p><p><b>　　， </b></p><p>　　(3) 計算蒸氣流量</p><

91、;p><b>　　，</b></p><p>　　(4) 取傳熱系數(shù)K＝500，則</p><p>　　(5) 由換熱面積可以選擇換熱器：</p><p>　　，，，，，，，中心排管數(shù)＝5，管程流通面積。型號：。選用2B19A型泵。</p><p><b>　　4. 結構強度設計</b>&l

92、t;/p><p><b>　　4.1 筒體與封頭</b></p><p><b>　　4.1.1 筒體</b></p><p>　　塔頂為常壓，精餾段壓降，提餾段壓降，則塔底壓力(表壓)，又塔底釜液的靜壓力(假設釜液停留時間為5s)。所以塔內的最高工作壓力很小，由此計算厚度小于塔體的最小的厚度。</p><

93、p><b>　　設，選擇所用材質為</b></p><p>　　設計溫度t=150，=6～16mm時，，，并設，n＝20，</p><p>　　取C1＝0.6mm，，</p><p><b>　　校核：</b></p><p><b>　　壁厚選6mm。</b></

94、p><p>　　4.1.2 封頭[5]</p><p>　　本設計采用標準橢圓型封頭，由公稱直徑為1000mm，查得曲面高度h1=250mm，壁厚6mm，直邊高度h0=25mm，內表面積F封＝1.16，容積V封＝0.151m3。選用封頭，所用材質為Q235-A，</p><p><b>　　校核：</b></p><p>　

95、　4.2 塔總體高度的設計</p><p>　　4.2.1 塔的頂部空間高度</p><p>　　塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，取除沫器到第一塊板的距離為600mm，塔頂部空間高度為1200mm。</p><p>　　4.2.2 塔的底部空間高度</p><p>　　塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下

96、封頭切線的距離，釜液停留時間取5min。考慮再沸器的安裝，預留高度0.8m。</p><p><b>　　~</b></p><p>　　(0.5～0.7)=2.9m</p><p>　　4.2.3 塔立體高度</p><p>　　塔板間距0.45m，塔板數(shù)20 塊(不包括再沸器)，塔板厚度2mm。</p>

97、<p>　　設置人孔處，塔板間距加大，最小為600mm。</p><p>　　H=H1+H2+H裙+H封+H頂+H接管= 8.74+2.9+3+0.25+1.2+0.1=16.10m</p><p><b>　　4.3 塔設備質量</b></p><p>　　4.3.1 保溫層[8,12]</p><p>

98、　　化工設備當壁溫超過50就需要進行保溫，選擇膨脹水玻璃珍珠巖作隔熱材料，直接涂抹式保溫法。查得：操作溫度150，公稱直徑1000mm，保溫層厚度＝60mm。</p><p>　　選用膨脹珍珠巖，查得容重200kg/m3，導熱系數(shù)0.05kcal/(m·h·)</p><p>　　4.3.2 其它設備[9,11]</p><p>　　(1) 梯子

99、：選用籠式扶梯，相鄰護圈的間距為1.0m，在平臺通道開口處以下的護圈在平臺以下100mm。梯子的最底一級踏步高出地面300mm，相鄰踏步的間距取30mm。梯子至塔體、保溫層外表面的距離為200mm。材料采用Q235-AF，40kg/m,；</p><p>　　(2) 操作平臺：操作平臺設置在人孔、獸孔、塔頂?shù)踔?、液面計等需要?jīng)常檢修和操作的地方。塔頂、進料板和塔底人孔處各設一個平臺，共設3個平臺，平臺寬度0.5m

100、。平臺采用鋼結構，材料用Q235-AF，150kg/m2</p><p><b>　??；</b></p><p>　　(3) 浮閥塔板：選擇密度75 kg/m2</p><p><b>　　塔體質量：</b></p><p>　　其中，G－給定鋼板厚度下的每平方米質量，kg/m2；s——鋼板厚度，m

101、m；——鋼板厚度，7.85×103 kg/m3</p><p><b>　　塔體總重：</b></p><p>　　4.4 風載荷[10]</p><p>　　4.4.1. 水平風力</p><p>　　式中，Pi——第I段質量中心處的水平風力，N；K1——體型系數(shù)，取0.7；K2i——第i段風振系數(shù)，當塔高

102、H20m時，K2i＝1.70；q0——基本風壓值，查得南京風壓為350N/m2；——風壓高度變化系數(shù)，由下表可查；——操作平臺所在計算段長度，mm。</p><p>　　表13 地面粗糙度類別為B時的風壓變化系數(shù)值</p><p>　　其中，B類是指田野、叢林、丘陵以及房屋比較稀疏的中小城鎮(zhèn)和大城市郊區(qū)，Hit為塔設備的第i段頂截面距地面的高度，m。</p><p>

103、;　　——各計算段處的外徑mm； ——塔設備第i段保溫層厚度mm； </p><p>　　——籠式扶梯當量寬度，當無確切厚度時，可取=40mm； ——操作平臺當量寬度，mm；，-第i段內平臺構件的投影面積；-操作平臺所在計算段的長度，mm。</p><p>　　將塔分成三段進行計算：0～5m，5～10m，10～16.40m</p><p><b>　　第

104、一段：，，</b></p><p><b>　　第二段： </b></p><p><b>　　第三段：</b></p><p>　　4.4.2. 風彎距：</p><p>　　底截面處的風彎距為：</p><p>　　4.5 結構強度設計結果匯總表</p&

105、gt;<p>　　表14 結構強度設計結果匯總表</p><p><b>　　設計小結</b></p><p>　　四個星期的課程設計終于結束了，回想起來充滿了辛酸，心里有的卻是滿滿的甘甜。一個塔或是一個換熱器的模型誕生了，雖說我們設計的這些是很難制造出來的，可把以前學的知識匯總到一起還是很有收獲的，非常有成就感。</p><p>

106、;　　早在大三的時候就耳聞課程設計的可怕，所以接到任務書的時候，心里既緊張又著急，不知從何下手，只知道往圖書館跑，不管有用沒用借回來再說。我和另外兩個同學做一個精餾系統(tǒng)的設計，其中精餾塔的設計歸我負責。第一個星期就這本書翻翻那本書看看，查找物性參數(shù)和設計方法，確定工藝參數(shù)。一切出乎意料的順利，大家都有點飄飄然了。然而好景不長，第二個星期，錯誤開始露出水面了，打擊、打擊……人人哭喪著臉，抱怨聲不息，但是沒有人說要放棄，大家都硬著頭皮一遍一

107、遍重復著同樣的步驟。原先大家的進度都差不多，第二個星期下來，差距就出來了，有人還在工藝設計，有人已經(jīng)開始畫圖了。做得慢的當然是著急了，較快的就很輕松了，慢慢地畫圖。第三個星期理應是到了結構設計的階段，計算過程不多，可要找那些結構標準真夠難的，不同的書標準還不太一樣，就看自己選用那本書了。這時就體現(xiàn)出大家在一起做課程設計的好處了，幾個人你一言我一語就確定一種方案了，總比一個人隨意任選好。畫圖是最痛苦的，很多結構是有標準的，不按照要求畫就是

108、錯的，那些搶先畫的人就吃虧了，幾乎是前功盡棄。所有的設計成果都要在圖上體現(xiàn)出來，由此就知道圖很重要了。用計算機畫圖比手畫方便多</p><p>　　一個月的日子我們嘗遍了酸甜苦辣，身體機能發(fā)揮到極致，死亡的腦細胞太多太多，心理素質估計也提高了不少。最有意義的是課程設計又把一個班的人聚到了一起，大家一起交流，是一個團結和睦的大家庭。彼此之間加深了認識，增進了友誼。</p><p>　　課程設

109、計應該來的更早一些，她讓我們明確學習目的，提高了我們的動手能力，最重要的是學會了查資料。在現(xiàn)代社會，學會查資料、搜索信息是非常重要的。課程設計在大學的最后一年，也讓我們同學之間的了解加深了不少，為我們的大學生活添彩。</p><p><b>　　參考文獻</b></p><p>　　1 中國石化集團上海工程有限公司.化工工藝設計手冊(上冊)[M].北京：化學工業(yè)出版社

110、，2003.</p><p>　　2 劉光啟，馬連湘，劉杰.化學化工物性數(shù)據(jù)手冊(有機卷) [M].北京：化學工業(yè)出版社，2002.</p><p>　　3 王國勝.化工原理課程設計[M].大連理工大學出版社，2005.</p><p>　　4 朱有庭，曲文海，于浦義.化工設備設計手冊(上卷) [M].北京：化學工業(yè)出</p><p><

111、;b>　　版社，2005.</b></p><p>　　5 董大勤.化工設備機械基礎[M].北京：化學工業(yè)出版社，1994.</p><p>　　6 錢頌文.換熱器設計手冊[M].北京：化學工業(yè)出版社，2002.</p><p>　　7 鐘秦，王娟，陳遷喬等.化工原理[M].北京：國防工業(yè)出版社，2004.</p><p>

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